PROCEDE DE PRODUCTION DOLEFINES COMPRENANT UN HYDROTRAITEMENT, UN DESASPHALTAGE, UN HYDROCRAQUAGE ET UN VAPOCRAQUAGE

DOMAINE TECHNIQUE

La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir de fractions lourdes d'hydrocarbures contenant entre autres des impuretés soufrées, des métaux et des asphaltènes.

TECHNIQUE ANTERIEURE

L’amélioration des motorisations et l’électrification progressive d’une partie des véhicules ont entraîné une évolution de la demande en produits pétroliers avec une tendance à réduire la croissance de la demande en carburants. A l’inverse, la croissance de la demande en bases pétrochimiques et notamment en oléfines est plus soutenue. L’éthylène et le propylène sont par exemple des oléfines très recherchées, car elle sont des intermédiaires essentiels pour de nombreux produits pétrochimiques tels le polyéthylène ou encore le polypropylène. Il y a donc un intérêt à intégrer davantage les sites de raffinage et les sites pétrochimiques existants, à remodeler les sites de raffinage, de manière à produire au moins en partie des bases pétrochimiques, ou à concevoir de nouveaux schémas intégrés de raffinage- pétrochimie, ou encore à concevoir des sites où la majeure partie ou la totalité du brut est convertie en bases pétrochimiques.

Le principal procédé permettant la conversion de fractions lourdes hydrocarbonées en oléfines à haut rendement est le vapocraquage. La production des oléfines recherchées s’accompagne de co-produits, notamment de composés aromatiques et d’huile de pyrolyse qui nécessitent des étapes de purification. De plus, la sélectivité en oléfines recherchées est fortement dépendante de la qualité des charges introduites dans l’étape de vapocraquage. Il y a donc un intérêt à identifier de nouveaux procédés permettant la production d’oléfines à partir de fractions lourdes hydrocarbonées de manière plus efficace, rentable et indépendante de la fraction hydrocarbonée lourde traitée.

Avantageusement, le procédé selon l’invention permet d’optimiser les propriétés des fractions qui vont être introduites à l’étape de vapocraquage et ainsi maximiser les rendements en oléfines d’intérêt lors de l’étape de vapocraquage. Dans les procédés de traitement de fractions lourdes d'hydrocarbures, l’hydrotraitement de résidu en lit fixe permet d’éliminer une partie des contaminants de la charge, notamment les métaux, le soufre et les asphaltènes.

Il est également connu de réaliser des opérations de désasphaltage. Le désasphaltage permet de séparer une fraction asphalte riche en asphaltènes appelée pitch selon la terminologie anglo-saxonne d’une fraction huile désasphaltée, appelée DAO pour “DeAsphalted OU” selon la terminologie anglo-saxonne, à teneur fortement réduite en asphaltènes, facilitant ainsi sa valorisation par craquage catalytique ou hydrocraquage.

Les produits de conversion et plus particulièrement les coupes lourdes issues des procédés de conversion telles les huiles déasphaltées et les distillais sous vide sont difficilement traitables directement dans une étape de vapocraquage. La présence de fortes teneurs en composés naphténiques et aromatiques conduit à une forte baisse des rendements en oléfines d’intérêt, à une hausse du rendement en huile de pyrolyse et à un cokage accru des tubes des fours de vapocraquage ce qui nuit à l’opérabilité. Il est donc nécessaire d’améliorer l’opérabilité de l’étape de vapocraquage afin de produire des oléfines avec de bon rendement.

La présente invention vise à surmonter les problèmes exposés ci-dessus, et notamment à fournir un procédé permettant une production flexible d’oléfines et optimisée à partir de charges hydrocarbonées lourdes de manière à améliorer la rentabilité du procédé de production d’oléfines.

Ainsi, la demanderesse a mis au point un nouveau procédé de production d’oléfines comprenant une étape d’hydroconversion de résidus en lit bouillonnant, une étape de désasphaltage pour produire une fraction DAO et une fraction asphalte, une étape d’hydrocraquage en lit fixe, une étape d’extraction pour produire un raffinât et une fraction riche en aromatiques et une étape de vapocraquage dudit raffinât.

Le procédé selon la présente invention présente les avantages suivants :

- la valorisation de fraction lourde en intermédiaires pétrochimiques essentiels,

- une production d’oléfines à partir de fractions lourdes avec un bon rendement,

- la diminution du coût de production d’oléfine, - une flexibilité du procédé permettant de traiter toutes fractions lourdes hydrocarbonées quelques soient leurs origines,

- l’enchaînement d’une étape d’hydroconversion de résidus et d’une étape de désasphaltage permettant une conversion profonde de la fraction résiduelle et notamment des asphaltènes, - la limitation de la formation de coke lors de ladite étape de vapocraquage.

RESUME DE L'INVENTION

L’objet de la présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir d’une charge 1 hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape d’hydroconversion réalisée dans un réacteur en lit bouillonnant dans lequel ladite charge hydrocarbonée lourde 1 en présence d’hydrogène 2 sont mis en contact en présence d’un catalyseur d’hydroconversion, ladite étape permettant l’obtention d’un effluent 3 ; b) une étape de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydroconversion en une fraction gazeuse 4, une fraction 1 1 comprenant des composés ayant une température d’ébullition compris entre 350 et 540°C et une fraction liquide résidu sous vide 5 comprenant des composés ayant un point d’ébullition d’au moins 540°C, c) une étape de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la fraction résidu sous vide 5 issue de l’étape b) de séparation, ladite étape c) étant mise en oeuvre au moyen d’un solvant 6 ou d’un mélange de solvants permettant d’obtenir d’une part une fraction 7 comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée 8, d) une étape d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée 8 issue de l’étape c) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation, permettant l’obtention d’une fraction extrait 13 et d’une fraction raffinât 10, e) une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction extrait 13 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’hydrogène 12 et d’un catalyseur d’hydrocraquage, permettant l’obtention d’un effluent 14, f) une étape de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16, g) une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide 16 issue de l’étape f) de séparation comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure ou égale à 350°C, permettant l’obtention d’un effluent 17, h) une étape de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 18 comprenant d’hydrogène, d’une fraction 19 comprenant d’éthylène, d’une fraction 20 comprenant du propylène et d’une fraction 21 comprenant de l’huile de pyrolyse.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) de séparation comprend une distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) de séparation comprend en amont de la distillation sous vide, une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique et d’au moins une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant envoyée dans ladite distillation sous vide, permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5. Dans un mode de réalisation préféré, la totalité de la fraction résidu 5 issue de l’étape b) est envoyée à l’étape c) de désasphaltage.

Dans un mode de réalisation préféré, le solvant 6 utilisé à l’étape c) est un solvant apolaire composé d’au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbone compris entre 3 et 7. Dans un mode de réalisation préféré, au moins une partie d’une fraction distillât issue de l’étape b) de séparation, est introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape d) d’extraction des aromatiques est réalisée sur des fractions ayant une température d’ébullition supérieure ou égale à 180°C. Dans un mode de réalisation préféré, les composés extraits lors de l’étape d) ont un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant 6 utilisé.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée de manière à obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 220°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend au moins une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique 16 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.

Dans un mode de réalisation préféré, la fraction distillât atmosphérique 16 et la fraction comprenant du distillât sous vide sont envoyées vers l’étape g) de vapocraquage.

Dans un mode de réalisation préféré, une partie d’une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 80 de 180°C issue de l’étape b) de séparation est introduite à l’étape g) de vapocraquage.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape g) de vapocraquage est réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, sous une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa durant un temps de séjour inférieur ou égal à 1 ,0 seconde.

Dans un mode de réalisation préféré, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclés vers l’étape g) de vapocraquage.

Dans un mode de réalisation préféré, la fraction huile de pyrolyse 21 est soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. Ladite huile de pyrolyse légère est injectée en amont de l’étape e) d’hydrocraquage, et ladite huile de pyrolyse lourde est injectée en amont de l’étape a) d’hydroconversion et/ou de l’étape c) de désasphaltage. LISTE DES FIGURES

La figure 1 représente un enchaînement du procédé selon l'invention.

DESCRIPTION DES MODES DE REALISATION

Il est précisé que, dans toute cette description, l’expression « compris(e) entre ... et ... », « inférieur(e) à... » ou « supérieur(e) à » doit s’entendre comme incluant les bornes citées.

Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison.

Dans la suite de la description, il est fait référence à la figure 1 qui illustre un exemple de mise en oeuvre du procédé de production d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes selon l’invention. La mention des éléments référencés à la figure 1 dans la suite de la description permet une meilleure compréhension de l’invention, sans que celle-ci ne se limite à l’exemple particulier illustré à la figure 1 .

Tel que représenté à la figure 1 , le procédé selon l'invention comprend les étapes suivantes :

- une étape a) d’hydroconversion de la charge hydrocarbonée lourde 1 , en présence d’un gaz riche en hydrogène 2 dans au moins un réacteur en lit bouillonnant comportant un catalyseur d’hydroconversion ;

- une étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydroconversion permettant d’obtenir au moins une fraction 4 comprenant de l’hydrogène, une fraction liquide 1 1 contenant des composés ayant une température d’ébullition entre 350 et 540°C et une fraction liquide lourde 5 contenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 540°C ;

- une étape c) de désasphaltage de la fraction 5 issue de l’étape b) de séparation en mélange avec un solvant ou une combinaison de solvants 6, permettant d’obtenir au moins une fraction comportant de l’huile désasphaltée (DAO) 8, et une fraction 7 comportant de l’asphalte ;

- une étape d) d’extraction d’au moins une partie de la fraction 8 comportant de l’huile désasphaltée (DAO) issue de l’étape c) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation avec un solvant ou une combinaison de solvants 9, permet d’obtenir au moins une fraction 10 riche en composés saturés (raffinât), et une fraction 13 riche en composés aromatiques (extrait) ;

- une étape e) d’hydrocraquage en présence d’un gaz riche en hydrogène 12 et d’au moins une partie de la fraction 13 riche en aromatiques issue de l’étape d’extraction d), réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant un catalyseur d’hydrocraquage ;

- une étape f) de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage permettant d’obtenir au moins une fraction gazeuse 15 comprenant de l’hydrogène, une fraction liquide 16 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C ;

- une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide 16 contenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation ;

- une étape h) de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant de récupérer au moins une fraction 18 comprenant de l’hydrogène, une fraction 19 comprenant de l’éthylène, une fraction 20 comprenant du propylène et une fraction 21 comprenant de l’huile de pyrolyse.

La description de la figure 1 ci-dessus est un exemple de mise en oeuvre de l’invention qui ne limite en aucune façon l’invention. Seules les principales étapes sont représentées sur lesdites figures, il est entendu que tous les équipements nécessaires au fonctionnement sont présents (ballons, pompes, échangeurs, fours, colonnes, etc.). Seuls les principaux flux contenant les hydrocarbures sont représentés, mais il est entendu que des flux de gaz riche en hydrogène (appoint ou recycle) peuvent être injectés en entrée de chaque réacteur ou lit catalytique ou entre deux réacteurs ou deux lits catalytiques. Des moyens bien connus de l’homme du métier de purification et de recyclage d’hydrogène sont également mis en oeuvre. L’hydrogène produit lors de l’étape de vapocraquage est avantageusement utilisé en appoint des étapes a) d’hydroconversion et/ou d) d’hydrocraquage.

Selon une variante non représentée, au moins une partie de la fraction huile de pyrolyse 21 issue de l’étape h) de séparation peut être injectée en amont de l’étape c) de désasphaltage et/ou de l’étape d) d’hydrocraquage. Avantageusement, cette variante permet d’éliminer les asphaltènes contenus dans l’huile de pyrolyse et ainsi de maximiser la production d’oléfines.

Selon une variante non représentée, la fraction huile de pyrolyse 21 issue de l’étape h) de séparation peut être séparée en au moins deux fractions, par exemple en une fraction huile de pyrolyse légère qui est envoyée au moins en partie vers l’étape d) d’hydrocraquage, et en une fraction huile de pyrolyse lourde qui est envoyée au moins en partie vers l’étape a) d’hydroconversion et/ou l’étape c) de désasphaltage. Avantageusement, cette variante permet encore de maximiser la production d’oléfines. Selon une variante non représentée, l’étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydrotraitement permet d’obtenir en outre une fraction distillât atmosphérique comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 180 et 350°C qui peut être introduite au moins en partie à l’étape d) d’extraction des aromatiques.

La charge traitée et les différentes étapes du procédé selon l’invention sont à présent décrites plus en détail ci-dessous.

La charge

La charge 1 hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé selon l’invention est avantageusement une charge hydrocarbonée contenant des asphaltènes, et notamment présentant une teneur en asphaltènes C7 d'au moins 1 ,0 % poids, de préférence d’au moins 2,0 % poids par rapport au poids de la charge.

La charge 1 a une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C, de préférence d’au moins 350°C et de manière préférée d’au moins 540°C et une température finale d'ébullition d’au moins 600°C.

La charge hydrocarbonée 1 selon l’invention peut être choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, des huiles de roche mère ou leurs dérivés, pris seuls ou en mélange. Dans la présente invention, les charges traitées sont de préférence des résidus atmosphériques ou des résidus sous vide, ou des mélanges de ces résidus, et plus préférentiellement des résidus sous vide.

La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autres des impuretés soufrées. La teneur en soufre peut être d’au moins 0,1% en poids, d’au moins 0,5% en poids, préférentiellement d’au moins 1 ,0 % en poids, plus préférentiellement d’au moins 2,0 % en poids par rapport au poids de la charge. La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autres des métaux. La teneur en nickel et vanadium peut-être d’au moins 20 ppm, de préférence d’au moins 50 ppm par rapport au poids de la charge.

La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autre du carbone Conradson. La teneur en carbone Conradson peut être d’au moins 2,0% poids, de préférence d’au moins 5,0% poids par rapport au poids de la charge.

Ces charges peuvent avantageusement être utilisées telles quelles. Alternativement, lesdites charges peuvent être mélangées avec au moins une co-charge.

De préférence plusieurs co-charges peuvent être utilisées à différentes étapes du procédé selon l’invention afin de moduler la viscosité de la charge introduite à chacune des étapes. Une co-charge peut être introduite en amont d’au moins un réacteur de l’étape a) d’hydroconversion. Cette co-charge peut être une fraction hydrocarbonée ou un mélange de fractions hydrocarbonées plus légères, pouvant être de préférence choisies parmi les produits issus d’un procédé de craquage catalytique en lit fluide (FCC ou « Fluid Catalytic Cracking » selon la terminologie anglo-saxonne), notamment une coupe légère (LCO ou « light cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une coupe lourde (FICO ou « heavy cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une huile décantée, un résidu de FCC. Cette co-charge peut également être une fraction gazole atmosphérique ou une fraction gazole sous vide obtenue par distillation atmosphérique ou sous vide d’un pétrole brut ou d’un effluent d’un procédé de conversion tel la cokéfaction ou la viscoréduction ou issue du des étapes c) et/ou e) de séparation. Cette co-charge ne représente pas plus de 20% en poids de la charge hydrocarbonée lourde 1 .

Conformément à l’invention, une étape a) d’hydroconversion est réalisée dans un réacteur en lit bouillonnant dans lequel la charge hydrocarbonée lourde 1 ou le mélange de charges, en présence d’hydrogène sont mis en contact avec un catalyseur d’hydroconversion. Avantageusement, la charge ou le mélange de charges est introduit à l’étape a) en présence d’une co-charge.

Par hydroconversion on entend l’ensemble des réactions mises en oeuvre permettant de diminuer la taille des molécules, principalement par coupure des liaisons carbone-carbone, par action d’hydrogène en présence d’un catalyseur. Lors de l’étape d’hydroconversion, il se produit notamment des réactions d’hydrotraitement et d’hydrocraquage.

De préférence, l’étape d’hydroconversion comprend un ou plusieurs réacteurs triphasiques à courant ascendant de liquide et de gaz contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion, les réacteurs en lit bouillonnant pouvant être disposés en série et/ou en parallèle, fonctionnant typiquement à l'aide de la technologie et dans les conditions du procédé H-Oil™ tel que décrit par exemple dans les brevets US 4,521 ,295 ou US 4,495,060 ou US 4,457,831 ou US 4,354,852, ou dans l'article AlChE, March 19-23, 1995, Houston, Texas, paper number 46d, "Second génération ebullated bed technology", ou dans le chapitre 3.5 "Hydroprocessing and Hydroconversion of Residue Fractions" de l’ouvrage "Catalysis by Transition Métal Sulphides", édité par les Éditions Technip en 2013. Chaque réacteur comporte avantageusement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie d'une fraction liquide avantageusement soutirée en tête du réacteur et réinjectée en bas du réacteur.

L’étape d’hydroconversion a) est réalisée dans des conditions permettant d'obtenir un effluent liquide à teneur réduite en soufre, en carbone Conradson, en métaux, et en azote.

Avantageusement, l’étape a) est opérée de préférence sous une pression absolue comprise entre 2 MPa et 38 MPa, plus préférentiellement entre 5 MPa et 25 MPa et de manière encore plus préférée, entre 6 MPa et 20 MPa, à une température comprise entre 300°C et 550°C, plus préférentiellement comprise entre 350°C et 500°C et d'une manière préférée comprise entre 370°C et 450°C. La vitesse spatiale horaire (WH) par rapport au volume de chaque réacteur triphasique est de préférence comprise entre 0,05 h ¹ et 10 h ¹ . Selon une mise en oeuvre préférée, la WH est comprise entre 0,1 h ¹ et 10 h ¹ , plus préférentiellement entre 0,1 h ¹ et 5,0 h ¹ et de manière encore plus préférée comprise entre 0,15 h ¹ et 2,0 h ¹ . Selon une autre mise en oeuvre, la WH est comprise entre 0,05 h ¹ et 0,09 h ¹ . La quantité d'hydrogène mélangée à la charge est de préférence comprise entre 50 et 5000 normaux mètres cube (Nm ³ ) par mètre cube (m ³ ) de charge liquide, de manière préférée entre 100 et 2000 Nm ³ /m ³ et de manière très préférée entre 200 et 1000 Nm ³ /m ³ .

Le catalyseur d'hydroconversion utilisé dans l’étape d'hydroconversion a) du procédé selon l'invention peut contenir un ou plusieurs éléments des groupes 4 à 12 du tableau périodique des éléments, qui peuvent être déposé sur un support ou pas. On peut avantageusement utiliser un catalyseur comprenant un support, de préférence amorphe, tels que de la silice, de l'alumine, de la silice-alumine, du dioxyde de titane ou des combinaisons de ces structures, et de manière très préférée de l'alumine.

Le catalyseur peut contenir au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt, et de préférence le nickel, ledit élément du groupe VIII étant de préférence utilisé en association avec au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et de préférence le métal du groupe VIB est le molybdène.

Dans la présente description, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81 ème édition, 2000-2001 ). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC.

Avantageusement, le catalyseur d'hydroconversion utilisé dans l’étape d'hydroconversion a) comprend un support alumine et au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le nickel et le cobalt, de préférence le nickel, et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, de préférence le molybdène. De préférence, le catalyseur d'hydroconversion comprend le nickel en tant qu'élément du groupe VIII et le molybdène en tant qu'élément du groupe VIB.

La teneur en métal du groupe VIII non-noble, en particulier en nickel, est avantageusement comprise entre 0,5 % à 10,0 % exprimée en poids d'oxyde de métal (en particulier de NiO), et de préférence entre 1 ,0 % à 6,0 % poids, et la teneur en métal du groupe VIB, en particulier en molybdène, est avantageusement comprise entre 1 ,0 % et 30 % exprimée en poids d’oxyde du métal (en particulier de trioxyde de molybdène Mo0 ₃ ), et de préférence entre 4 % et 20 % poids. Les teneurs en métaux sont exprimées en pourcentage poids d'oxyde de métal par rapport au poids du catalyseur.

Ce catalyseur est avantageusement utilisé sous forme d'extrudés ou de billes. Les billes ont par exemple un diamètre compris entre 0,4 mm et 4,0 mm. Les extrudés ont par exemple une forme cylindrique d’un diamètre compris entre 0,5 et 4,0 mm et d’une longueur comprise entre 1 ,0 et 5,0 mm. Les extrudés peuvent également être des objets d’une forme différente tels que des trilobés, des tetralobes réguliers ou irréguliers, ou d’autres multilobes. Des catalyseurs d’autres formes peuvent également être utilisés. La taille de ces différentes formes de catalyseurs peut être caractérisée à l’aide du diamètre équivalent. Le diamètre équivalent est défini par 6 fois le ratio entre le volume de la particule et la surface externe de la particule. Le catalyseur utilisé sous forme d'extrudés, de billes ou d’autres formes a donc un diamètre équivalent compris entre 0,4 mm et 4,4 mm. Ces catalyseurs sont bien connus de l’homme du métier.

Dans une des mises en oeuvre du procédé selon l'invention, il est utilisé un catalyseur d'hydroconversion différent dans chaque réacteur de cette étape initiale d'hydroconversion (a^, le catalyseur propose à chaque réacteur étant adapté à la charge envoyée dans ce réacteur.

Dans une des mises en oeuvre du procédé selon l'invention, il est utilisé plusieurs types de catalyseur dans chaque réacteur.

Dans une des mises en oeuvre du procédé selon l'invention, chaque réacteur contient un ou plusieurs catalyseurs adaptés à un fonctionnement en lit bouillonnant.

Comme cela est connu, et par exemple décrit dans le brevet FR 3 033 797, le catalyseur d'hydroconversion, lorsqu’il est usagé, peut être en partie remplacé par du catalyseur frais, et/ou du catalyseur usagé mais d’activité catalytique supérieure au catalyseur usagé à remplacer, et/ou du catalyseur régénéré, et/ou du catalyseur réjuvéné (catalyseur issu d’une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine la majeure partie des métaux déposés, avant d'envoyer le catalyseur usé et réjuvéné dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme augmentant ainsi l’activité du catalyseur), par soutirage du catalyseur usagé de préférence en bas du réacteur, et par introduction du catalyseur de remplacement soit en haut, soit en bas du réacteur. Ce remplacement de catalyseur usagé est réalisé de préférence à intervalle de temps régulier, et de manière préférée par bouffée ou de façon quasi continue. Le remplacement de catalyseur usagé peut être fait tout ou en partie par du catalyseur usagé et/ou régénéré et/ou réjuvéné issu du même réacteur et/ou d'un autre réacteur de n'importe quelle étape d'hydroconversion. Le catalyseur peut être ajouté avec les métaux sous forme d'oxydes de métaux, avec les métaux sous forme de sulfures de métaux, ou après un préconditionnement. Pour chaque réacteur, le taux de remplacement du catalyseur d'hydroconversion usé par du catalyseur frais est avantageusement compris entre 0,01 kg et 10 kg par mètre cube de charge traitée, et de préférence entre 0,1 kg et 3 kg par mètre cube de charge traitée. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant avantageusement le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion.

En ce qui concerne le remplacement au moins en partie par du catalyseur régénéré, il est possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape d'hydroconversion. En ce qui concerne le remplacement au moins en partie par du catalyseur réjuvéné, il est possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine la majeure partie des métaux déposés, avant d'envoyer le catalyseur usé et réjuvéné dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape a) d'hydroconversion.

L’étape a) d’hydroconversion se caractérise par un taux de conversion des composés bouillants au-delà de 540°C supérieur à 50% en masse, de préférence supérieur à 70% en masse.

L’effluent 3 obtenu à l’issue de l’étape a) d’hydroconversion comprend au moins une fraction liquide lourde 5 encore appelé fraction liquide résidu et une fraction gazeuse 4 contenant les gaz, notamment H ₂ , H ₂ S, NH ₃ , et des hydrocarbures en C C ₄ (c’est-à-dire comprenant de 1 à 4 atomes de carbone).

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydroconversion en une fraction gazeuse 4, une fraction 1 1 comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 350 et 540° et au moins une fraction liquide résidu 5 comprenant des composés ayant un point d’ébullition d’au moins 540°C.

La fraction gazeuse 4 peut être séparée de l’effluent 3 à l’aide des dispositifs de séparation bien connus de l’homme du métier, notamment à l’aide d’un ou plusieurs ballons séparateurs pouvant opérer à différentes pressions et températures, éventuellement associés à un moyen de stripage à la vapeur ou à l’hydrogène et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Après un éventuel refroidissement, cette fraction gazeuse 4 est de préférence traitée dans un moyen de purification d’hydrogène de façon à récupérer l’hydrogène non consommé lors des réactions d’hydroconversion. L’hydrogène purifié peut alors avantageusement être recyclé dans le procédé selon l’invention. L’hydrogène peut être recyclé en entrée et/ou à différents endroits de l’étape a) d’hydroconversion et/ou de l’étape d) d’hydrocraquage en lit bouillonnant.

L’étape b) de séparation comprend une distillation sous vide dans laquelle l’effluent 3 issue de l’étape a) est fractionné par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5. La fraction distillât sous vide 1 1 comprend des fractions de type gazole sous vide, c’est-à-dire des composés ayant une température d’ébullition entre 350 et 540°C. La fraction liquide lourde 5 est de préférence une fraction liquide hydrocarbonée contenant au moins 80% de composés ayant un point d’ébullition supérieur ou égale à 540°C.

De manière préférée, l’étape b) de séparation comprend tout d’abord une distillation atmosphérique, c’est-à-dire en amont de la distillation sous vide, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique, puis une distillation sous vide dans laquelle la fraction résidu atmosphérique obtenue après distillation atmosphérique est fractionnée par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5.

Avantageusement, l’étape de séparation b) comprend en outre au moins une distillation atmosphérique en amont de la distillation sous vide, dans laquelle l’effluent 3 est fractionné par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât contenant du naphta, c’est-à- dire comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 80 et 180°C, et une fraction distillât contenant du diesel, c’est-à-dire comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C.

Avantageusement, la fraction distillât contenant du naphta est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape g) de vapocraquage. La fraction distillât contenant du diesel peut être au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape d) d’extraction. La fraction distillât contenant du diesel peut de manière optionnelle être envoyée en partie à l’étape e) d’hydrocraquage.

Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction résidu sous vide 5 est envoyée à l’étape c) de désasphaltage. Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction distillât sous vide 1 1 est envoyée à l’étape d) d’extraction des aromatiques.

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la fraction résidu 5 issue de l’étape b) de séparation. Ladite étape c) est mise en oeuvre par extraction liquide-liquide au moyen d’un solvant ou d’un mélange de solvants 6 permettant d’obtenir d’une part une fraction 7 comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée (DAO) 8.

L’étape c) de désasphaltage est réalisée de préférence dans des conditions spécifiques permettant d'obtenir une DAO 8 de qualité, de préférence à faible teneur en asphaltènes.

L'étape c) de désasphaltage est de préférence réalisée en une seule étape au moyen d’un solvant apolaire ou d’un mélange de solvants apolaires .

L'étape c) peut être réalisée dans une colonne d'extraction ou extracteur, ou dans un mélangeur-décanteur. L’étape c) est de préférence réalisée dans une colonne d’extraction contenant des contacteurs liquide-liquide (éléments de garnissage et/ou plateaux, etc.) placés dans une ou plusieurs zones. De préférence, le solvant ou le mélange de solvants 6 est introduit dans la colonne d'extraction à deux niveaux différents. De préférence, la charge de désasphaltage est introduite dans une colonne d'extraction à un seul niveau d'introduction, généralement en mélange avec au moins une partie du solvant ou du mélange de solvants 6 et généralement en dessous d’une première zone de contacteurs liquide-liquide. De préférence, l’autre partie du solvant ou mélange de solvants 6 est injectée plus bas que la charge de désasphaltage, généralement en dessous d’une seconde zone de contacteurs liquide-liquide, la charge de désasphaltage étant injectée au-dessus de cette seconde zone de contacteurs.

L'étape c) est mise en oeuvre en conditions subcritiques, c’est-à-dire en dessous du point critique, pour ledit solvant ou mélange de solvants 6. L'étape c) est mise en oeuvre à une température avantageusement comprise entre 50 et 350°C, de préférence entre 80 et 320°C, de manière plus préférée entre 120 et 310°C, de manière encore plus préférée entre 150 et 300°C, et à une pression avantageusement comprise entre 0,1 et 6 MPa, de préférence entre 1 et 6 MPa, de manière plus préférée entre 2 et 5 MPa. Le rapport de volume du solvant ou du mélange de solvants 6 sur la masse de fraction résidu 5 issue de l’étape b) est généralement compris entre 1/1 et 12/1 , de préférence entre 2/1 à 9/1 exprimé en litres par kilogrammes. Ce rapport inclut la totalité du solvant ou mélange de solvants pouvant être divisé en plusieurs points d’injection.

Le solvant apolaire utilisé est de préférence un solvant composé d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones supérieur ou égal à 3, de préférence compris entre 3 et 5. Ces solvants peuvent être par exemple le propane, le butane ou le pentane. Ces solvants sont utilisés purs ou en mélange.

De manière préférée, le solvant 6 utilisé à l’étape c) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones comprise entre 3 et 7, de préférence compris entre 4 et 5, ceci de manière à maximiser le rendement en fraction DAO 8.

Le choix des conditions de température et de pression de l'extraction combiné au choix de la nature des solvants 6 dans l'étape c) de désasphaltage permettent d'ajuster les performances d'extraction. L'étape c) peut permettre, grâce à ces conditions de désasphaltage spécifiques, de précipiter dans la fraction 7 asphalte une quantité ajustée de structures polaires de type résines lourdes et asphaltènes, ce qui permet d’obtenir une fraction 7 asphalte avec un rendement modéré, généralement inférieur à 40%, voire inférieur à 30% par rapport à la quantité de composés ayant une température d’ébullition supérieure à 540°C en entrée de l’étape c) de désasphaltage. Le rendement élevé en DAO 8 permet d’obtenir davantage de produits craqués en sortie de l’étape g) de vapocraquage. La fraction DAO 8 obtenue comprends moins de 2000 ppm d’asphaltènes C7, généralement moins de 1000 ppm d’asphaltènes C7, voire moins de 500 ppm d’asphaltènes C7.

En tête de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence au-dessus de la zone de contacteur(s) liquide-liquide située à la position la plus haute, on récupère une fraction qui comprend la DAO 8 et une partie du solvant ou du mélange de solvants.

En fond de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence en dessous de la zone de contacteur(s) située à la position la plus basse, on récupère une fraction 7 qui comprend de l’asphalte et une partie du solvant ou mélange de solvants.

Le solvant ou mélange de solvants 6 peut être constitué d’un appoint et/ou d’une partie recyclée lors d’étapes de séparation. Ces appoints permettent avantageusement de compenser les pertes de solvant dans la fraction asphalte 7 et/ou dans la fraction DAO 8, dues aux étapes de séparation.

L’étape c) de désasphaltage comprend une sous étape intégrée de séparation de la fraction 8 comprenant la DAO et du solvant ou du mélange de solvants. Le solvant ou le mélange de solvants récupéré peut être recyclé dans l’étape c) de désasphaltage. Cette sous étape de séparation intégrée permettant de séparer la DAO 8 et le solvant ou le mélange de solvants peut mettre en oeuvre tous les équipements nécessaires connus de l’homme du métier (ballons séparateurs, colonnes de distillation ou de stripage, échangeurs de chaleur, fours, pompes, compresseurs, etc.). Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la DAO 8 est envoyée vers l’étape d) d’extraction des aromatiques.

Etape d) d’extraction des aromatiques

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée 8 issue de l’étape c) de désasphaltage. Ladite étape permettant l’obtention d’une fraction extrait 13 et une fraction raffinât 10.

Avantageusement, au moins une partie, de préférence la totalité, de la fraction distillât comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C issue de l’étape b) de séparation, est également introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.

De manière optionnelle, une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation et comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 350 et 540°C peut être introduite à l’étape d) d’extraction.

L’étape d’extraction des aromatiques a pour objectif d’extraire au moins en partie les composés aromatiques, par extraction liquide-liquide à l'aide d'un solvant polaire 9 ainsi que les résines contenues dans la fraction DAO 8.

De préférence l'extraction des aromatiques est réalisée sur des fractions ayant une température d’ébullition supérieure à 180°C et de préférence supérieure à 350°C, afin d'éviter des pertes de rendement de fractions légères lors de la récupération du solvant après extraction.

Les composés extraits lors de l’étape d) ont préférentiellement un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant, ce qui permet avantageusement de maximiser le rendement lors de la séparation du solvant du raffinât après l'extraction. De plus, la récupération du solvant est également plus efficace et économique.

Comme solvant, on peut utiliser le furfural, la N-méthyl-2-pyrrolidone (NMP), le sulfolane, le diméthylformamide (DMF), le diméthylsulfoxide (DMSO), le phénol, ou un mélange de ces solvants dans des proportions égales ou différentes. De préférence, le solvant est le furfural. Les conditions opératoires sont en général un ratio solvant / charge de l’étape d) de 1/2 à 6/1 , préférentiellement de 1/1 à 4/1 , un profil de température compris entre la température ambiante et 150°C, de préférence entre 50 et 150°C. La pression se situe entre la pression atmosphérique et 2,0 MPa, de préférence entre 0,1 et 1 ,0 MPa.

L’extraction liquide/liquide peut être réalisée généralement dans un mélangeur-décanteur ou dans une colonne d’extraction fonctionnant à contre-courant. De préférence, l’extraction est réalisée dans une colonne d’extraction.

Le solvant choisi a un point d’ébullition suffisamment élevé afin de pouvoir fluidifier la charge de l’étape d) sans se vaporiser.

Après contact du solvant, avec l’effluent introduit à l’étape d), deux fractions sont obtenues à l’issue de l’étape d), une fraction extrait 13, constitué des parties de la fraction lourde non solubles dans le solvant (et fortement concentrées en aromatiques) et une fraction raffinât 10, constituée du solvant et des parties solubles de la fraction lourde. Le solvant est séparé par distillation des parties solubles et recyclées en interne au procédé d’extraction liquide/liquide. La séparation de l’extrait et du raffinât et la récupération du solvant sont réalisées dans une sous étape de séparation intégrée à l’étape d) d’extraction des aromatiques.

Etape e) d’hvdrocraquaqe en lit fixe

Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation et d’au moins une partie de la fraction extrait 13 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage.

De l’hydrogène 12 peut également être injecté en amont des différents lits catalytiques composant le(s) réacteur(s) d’hydrocraquage. Parallèlement aux réactions d’hydrocraquage désirées dans cette étape, il se produit également tout type de réaction d’hydrotraitement (HDM, HDS, HDN, etc...). Des réactions d’hydrocraquage conduisant à la formation de distillais atmosphériques ont lieu avec un taux de conversion du distillât sous vide en distillât atmosphérique qui est généralement supérieur à 30%, typiquement entre 30 et 50% pour un hydrocraquage doux et supérieur à 80% pour un hydrocraquage poussé. Des conditions spécifiques, de température notamment, et/ou l’utilisation d’un ou plusieurs catalyseurs spécifiques, permettent de favoriser les réactions d’hydrocraquage désirées.

L’étape e) d’hydrocraquage selon l’invention est mise en oeuvre dans des conditions d’hydrocraquage. Elle peut avantageusement être mise en oeuvre à une température comprise entre 340 et 480°C, de préférence entre 350 et 430°C et sous une pression absolue comprise entre 5 et 25 MPa, de préférence entre 8 et 20 MPa, de manière préférée entre 10 et 18 MPa. La température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d’hydrotraitement et de la durée du traitement visée. Le plus souvent, la vitesse spatiale de la charge hydrocarbonée, couramment appelée WH, et qui se définit comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total du catalyseur, peut être comprise dans une gamme allant de 0,1 à 3,0 h ¹ , préférentiellement de 0,2 à 2,0 h ¹ , et plus préférentiellement de 0,25 à 1 ,0 h ¹ . La quantité d’hydrogène mélangée à la charge peut être comprise entre 100 et 5000 normaux mètres cube (Nm ³ ) par mètre cube (m ³ ) de charge liquide, préférentiellement entre 200 et 2000 Nm ³ /m ³ , et plus préférentiellement entre 300 et 1500 Nm ³ /m ³ . L’étape e) d’hydrocraquage peut être effectuée industriellement dans au moins un réacteur à courant descendant de liquide.

L’étape e) d’hydrocraquage comprend de préférence deux sections catalytiques en série, avec une section catalytique amont d’hydrotraitement de manière à limiter la désactivation de la section catalytique aval d’hydrocraquage. Cette section d’hydrotraitement vise notamment à réduire significativement la teneur en azote de la charge, l’azote étant un inhibiteur de la fonction acide des catalyseurs bi fonctionnels de la section catalytique d’hydrocraquage. L’étape e) d’hydrocraquage peut également comprendre une deuxième section catalytique d’hydrocraquage traitant au moins une coupe lourde issue d’une étape de séparation. Les catalyseurs dans l’étape e) d’hydrocraquage utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement et d’hydrocraquage.

Les catalyseurs d’hydrotraitement utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement constitués d’un support de type oxyde inorganique (de préférence une alumine) et d’une phase active comprenant des éléments chimiques issues des groupe VIII (Ni, Co, etc.) et groupe VI (Mo, etc.).

Les catalyseurs d’hydrocraquage peuvent être de manière avantageuse des catalyseurs bifonctionnels, ayant une phase hydrogénante afin de pouvoir hydrogéner les aromatiques et réaliser l'équilibre entre les composés saturés et les oléfines correspondantes et une phase acide qui permet de promouvoir les réactions d'hydroisomérisation et d'hydrocraquage. La fonction acide est avantageusement apportée par des supports de grandes surfaces (généralement 100 à 800 m ² .g ¹ ) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est avantageusement apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, tels que le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium, le osmium, le iridium et le platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique tels que molybdène et tungstène et au moins un métal non noble du groupe VIII (tels que le nickel et le cobalt). De préférence, le catalyseur bifonctionnel utilisé comprend au moins un métal choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes VIII et VIB, pris seuls ou en mélange, et un support comprenant 10 à 90% poids d'une zéolithe et 90 à 10% poids d'oxydes inorganiques. Le métal du groupe VIB utilisé est de préférence choisi parmi le tungstène et le molybdène et le métal du groupe VIII est de préférence choisi parmi le nickel et le cobalt. Selon une autre variante préférée, des catalyseurs monofonctionnels et des catalyseurs bi-fonctionnel de type alumine, silice- alumine amorphe ou zéolitique peuvent être utilisés en mélange ou en couches successives.

De préférence, le volume catalytique mis en oeuvre lors de la seconde étape e) d’hydrocraquage est constitué d’au moins 30% de catalyseurs d’hydrocraquage de type bi fonctionnel.

De manière optionnelle, une co-charge (non représentée) peut être injectée en amont de n’importe quel lit catalytique de la section d) d’hydrocraquage. Cette co-charge est typiquement un distillât sous vide issu de distillation directe ou issu d’un procédé de conversion, ou une huile désasphaltée.

De préférence, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée en mode « maxi naphta », c’est-à-dire qu’elle permet d’obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 220°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.

L’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe est envoyé dans une étape f) de séparation.

Etape f) de séparation de l’effluent d’hydrocraquaqe en lit fixe

Conformément à l’invention, le procédé comprend en outre une étape f) de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16.

Ledit effluent 14 est avantageusement séparé dans au moins un ballon séparateur en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16. L’étape de séparation dudit effluent 14 peut être réalisée à l’aide de tous dispositifs de séparation connus de l’homme du métier, tel que un ou plusieurs ballons séparateurs pouvant opérer à différentes pressions et températures, éventuellement associés à un moyen de stripage à la vapeur ou à l’hydrogène et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Ces séparateurs peuvent par exemple être des séparateurs haute pression haute température (HPHT) et/ou des séparateurs haute pression basse température (HPBT).

La fraction gazeuse 15 obtenue à l’issu de l’étape e) de séparation comprend des gaz, tel que H ₂ , H ₂ S, NH ₃ , et des hydrocarbures en C1 -C4 (tel que le méthane, éthane, propane, butane). Avantageusement, l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 est purifié et recyclé dans l’une quelconque des étapes a) d’hydroconversion en lit bouillonnant et/ou e) d’hydrocraquage en lit fixe. Dans un mode de réalisation particulier, la purification de l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 peut être réalisé simultanément aux traitements des fractions gazeuses issues de la séparation des effluents des étapes a) d’hydroconversion en lit bouillonnant et e) d’hydrocraquage en lit fixe. La purification de l’hydrogène peut être effectuée par un lavage aux amines, une membrane, un système de type PSA (Pressure Swing Adsorption selon la terminologie anglo-saxonne), ou plusieurs de ces moyens disposés en série. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend en outre de la séparation gaz-liquide ou de la succession de dispositifs de séparation, au moins une distillation atmosphérique, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique 16 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et optionnellement une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction distillât atmosphérique 16 et optionnellement de la fraction comprenant du distillât sous vide est avantageusement envoyée vers l’étape g) de vapocraquage.

De manière optionnelle, au moins une partie de la fraction type distillât sous vide est recyclée vers l’étape e) d’hydrocraquage, et selon cette variante il peut être nécessaire de réaliser une purge constituée de fractions non converties de type distillât sous vide de manière à déconcentrer les espèces polyaromatiques et à limiter la désactivation du catalyseur d’hydrocraquage de l’étape e). Afin de limiter la purge et ainsi accroître la conversion globale, il peut être avantageux de réaliser de manière optionnelle cette purge en envoyant au moins une partie de la fraction non convertie de type distillât sous vide en entrée de l’étape c) de désasphaltage de manière à éliminer au moins en partie les espèces polyaromatiques dans la fraction asphalte 7.

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide 16 issue de l’étape f) de séparation comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C , et de préférence une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation.

Optionnellement, une partie de la fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 80 de 180°C issue de l’étape b) de séparation peut être introduite à l’étape g) de vapocraquage.

L’étape g) de vapocraquage est avantageusement réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, de préférence entre 750 et 850°C, et sous une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif. Le temps de séjour des hydrocarbures est généralement inférieur ou égale à 1 ,0 seconde (noté s), de préférence compris entre 0,1 et 0,5 s. Avantageusement, de la vapeur d’eau est introduite en amont de l’étape g) de vapocraquage. La quantité d’eau introduite est comprise entre 0,3 et 3,0 kg d’eau par kg d’hydrocarbures en entrée de l’étape g). De préférence, l’étape g) est réalisée dans plusieurs fours de pyrolyse en parallèle de manière à adapter les conditions opératoires aux différents flux alimentant l’étape g) et issus des étapes b), e), f) et h), et aussi à gérer les temps de décokage des tubes. Un four comprend un ou plusieurs tubes disposés en parallèle. Un four peut également désigner un groupe de fours opérant en parallèle. Ainsi un four peut être dédié au craquage de fractions riches en éthane, un autre four dédié aux coupes riches en propane et butane, un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 80 et 180°C, un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C, et un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.

De préférence, le procédé comprend une étape h) de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 18 comprenant, de préférence constituée, de l’hydrogène, une fraction 19 comprenant, de préférence constituée, de l’éthylène, une fraction 20 comprenant, de préférence constituée, de propylène et une fraction 21 comprenant, de préférence constituée, et d’huile de pyrolyse. Optionnellement, l’étape h) de séparation permet de récupérer également une fraction comprenant, de préférence constituée, de butènes et une fraction comprenant, de préférence constituée, d’essence de pyrolyse.

De préférence, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclés vers l’étape g) de vapocraquage, notamment l’éthane et le propane, de manière à accroître le rendement en éthylène et en propylène.

La fraction huile de pyrolyse 21 peut optionnellement être soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir plusieurs fractions, par exemple une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. L’huile de pyrolyse légère peut avantageusement être injectée en amont de l’étape d) d’hydrocraquage. L’huile de pyrolyse lourde peut avantageusement être injectée en amont de l’étape a) d’hydroconversion et/ou de l’étape c) de désasphaltage. Avantageusement, la séparation de la fraction 21 en deux fractions et leurs recyclages dans l’une des étapes a), c), ou e) du procédé permettant de maximiser la formation d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes.

EXEMPLE

L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulières du procédé selon l’invention sans en limiter la portée.

La charge hydrocarbonée lourde 1 traitée dans le procédé est un résidu sous vide provenant du Moyen-Orient et ayant les propriétés indiquées dans le tableau 1.

Tableau 1 : propriétés de la charge

La charge est soumis à une étape a) d’hydroconversion dans deux réacteurs en lit bouillonnant en série et en présence d’un catalyseur d’hydroconversion en lit bouillonnant de type NiMo sur Alumine dans les conditions indiquées dans le tableau 2.

Tableau 2 : conditions de l’étape a) d’hydroconversion en lit bouillonnant

L’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydroconversion en lit bouillonnant est soumis à une étape b) de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique et une colonne de distillation sous vide. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 3 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape a) d’hydrocraquage en lit bouillonnant, noté % m/m) :

Tableau 3 : rendements de l’étape a) d’hydroconversion après séparation à l’étape b)

La fraction 5 (540°C+) de type résidu sous vide est envoyée vers une étape c) de désasphaltage réalisée dans une colonne d’extraction fonctionnant en continu dans les conditions présentées dans le tableau 4 :

Tableau 4 : conditions de l’étape de désasphaltage

A l’issue de l’étape c) de désasphaltage, une fraction DAO 8 est obtenue avec un rendement de 62% et une fraction pitch est obtenue avec un rendement de 38% ; ces rendements sont rapportés à la charge de l’étape de désasphaltage correspondant à la fraction 5 (540°C+) issue de l’étape b) de séparation de l’effluent de l’étape a) d’hydrocraquage.

La fraction DAO 8 issue de l’étape c) de désasphaltage, la fraction (180-350°C) et la fraction 1 1 (350-540°C) issues de l’étape b) de séparation sont envoyées vers une étape d) d’extraction des aromatiques réalisée dans un mélangeur décanteur dont les conditions sont présentées dans le tableau 5 :

Tableau 5 : conditions de l’étape d) d’extraction A l’issue de l’étape d’extraction des aromatiques, une fraction raffinât 10 appauvrie en aromatiques est obtenue avec un rendement de 56,2% et une fraction extrait 13 enrichie en aromatiques est obtenue avec un rendement de 43,8% ; ces rendements sont rapportés à la charge totale, c’est-à-dire l’ensemble des fractions introduites à l’étape d) d’extraction des aromatiques

La fraction extrait 13 issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques est envoyée vers une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe réalisée dans les conditions présentées dans le tableau 6 :

Tableau 6 : conditions de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe

L’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe est soumis à une étape de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 7 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape d’hydrocraquage en lit fixe, noté % m/m) :

Tableau 7 : rendements de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe

après séparation à l’étape f).

Les fractions liquides PI-220°C, 220-350°C et 350°C+ issues de l’étape f) de séparation de l’effluent de l’étape d’hydrocraquage en lit fixe, la fraction PI-180°C issue de l’étape a) d’hydrocraquage en lit bouillonnant et la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques sont envoyées vers une étape g) de vapocraquage où chacune des fraction liquides est craquée dans des conditions différentes (tableau 8).

Tableau 8 : conditions de l’étape de vapocraquage Les effluents des différents fours de vapocraquage sont soumis à une étape de séparation permettant de recycler les composés saturés et d’obtenir les rendements présentés dans le tableau 9 (% masse par rapport à la charge totale en amont de l’étape g) de vapocraquage, noté % m/m).

Tableau 9 : rendements de l’étape de vapocraquage

Le tableau 9 présente les rendements en produits de vapocraquage. Par rapport à la charge de type résidu atmosphérique introduite à l’étape a) d’hydroconversion, le procédé selon l’invention permet d’atteindre des rendements massiques en éthylène et en propylène de 29,4 % et 16,0 % respectivement. De plus, l’enchaînement spécifique d’étapes en amont de l’étape de vapocraquage permet de limiter la formation de coke.